Расчет ректификационной колонны (ацетон-бензол) - файл n1.doc

приобрести
Расчет ректификационной колонны (ацетон-бензол)
скачать (607.5 kb.)
Доступные файлы (1):
n1.doc608kb.15.09.2012 00:40скачать

n1.doc





СОДЕРЖАНИЕ

Введение 5

1 Материальный баланс внешних потоков колонны 11

2 Построение кривой равновесия фаз в координатах х-у 15

3 Построение изобарных температурных кривых в координатах t –x,y 18

4 Построение рабочих линий для верхней и нижней части колонны, линии сырья на диаграмме х-у 19

5 Расчет однократного испарения сырья при вводе его в колонну 22

Gв = gв + GD = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч. 22

Gн = gн - GW = 8960 - 3679= 5281 кг/ч. 22

6 Расчет внутренних материальных потоков 23

7 Схема блока колонны с указанием внешних и внутренних потоков 25

8 Определение скорости пара и диаметра колонны 26

9 Определение и сравнение КПД колпачковых и ситчатых тарелок для выбранного диаметра колонны. Выбор типа тарелки 29

10 Определение действительного числа тарелок и высоты колонны 31

11 Принципиальная схема колонны с указанием габаритных размеров 33

12 Расчет диаметра штуцеров для ввода сырья и вывода дистиллята и кубового остатка 34

Штуцер 5 - для ввода паров из кипятильника 38

13 Построение энтальпийной диаграммы 39

Hсм=HА  y + HБ  (1 - y) 39

14 Представление материально-теплового баланса колонны на энтальпийной диаграмме 41

15 Тепловой расчет блока графическим и численным методом 42

16 Определение расхода греющего пара в кипятильнике 44

17 Определение расхода охлаждающей воды в дефлегматоре 45

Вывод 47

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ 48

Приложения 49

Введение



Ректификация – диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляется путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

При ректификации взаимодействуют две фазы — жидкая и паро-газовая, между которыми осуществляется многократный противоточный тесный контакт на специальных устройствах (тарелках или насадке) различной конструкции. Благодаря тесному контакту между жидкой и парогазовой фазами молекулы из одной фазы переходят в другую.

Может насту­пить такой момент, когда количество молекул, переходящих из одной фазы в другую за единицу времени, станет равным числу молекул, возвращающихся в данную фазу. Тогда состав фаз останется неизмен­ным. Такое состояние фаз называется равновесным и устанавливается оно только при условии равенства температур и давлений жидкости и пара. Для нарушения состояния равновесия необходимо изменить в системе либо давление, либо температуру, либо состав фаз.

Совокупность веществ, находящихся в каждом отдельном аппарате, называется системой. Различают системы гомоген­ные (однородные) и гетерогенные (разнородные).

Гомогенной называется такая система, которая на всем своем про­тяжении (во всем объеме) не имеет поверхностей раздела и в каждой своей части обладает идентичными физическими свойствами и хими­ческим составом.

Гетерогенной называется система, состоящая из частей, облада­ющих различными физическими и, возможно, различными химиче­скими свойствами, причем эти части отделены друг от друга ограни­чивающими поверхностями.

Гетерогенная система состоит из частей, каждая из которых является гомогенной и отделена от осталь­ных частей ограничивающими поверхностями. Эти гомогенные физи­чески различные и механически отделимые части называются фазами.

В ректификационной колонне имеются две фазы — жидкие нефтепродукты и их пары (иногда вместе с водяным паром). Фаза должна быть физически и химически гомоген­ной, но не обязательно химически простой.

Компоненты — химически индивидуальные вещества, входящие в состав системы.

Процесс ректификации осуществляется в аппаратах колонного типа, где на тарелках различной конструкции или насадке происходит многократный контакт между противоточно движущимися парами, выделяющимися при испарении перерабатываемого сырья, и жидкостью, получающейся при конденсации паров.

Интенсивное взаимодействие на тарелке колонны между восходя­щими парами и нисходящей жидкостью, которые неравновесны, приводит к тому, что потоки обмениваются веществом и теплом. В результате этого взаимодействия в системе происходит перерас­пределение компонентов между фазами, пары частично конденси­руются, а жидкость частично испаряется, причем из паров конден­сируются преимущественно ВКК, а из жидкости испаряется в основ­ном НКК, таким образом, стекающая жидкость обогащается ВКК, а восходящие пары обогащаются НКК.

Такой контакт между фазами может привести парожидкую сис­тему в состояние равновесия, т. е. установятся равновесные значе­ния составов фаз и прекратится процесс их взаимодействия (идеаль­ный контакт; теоретическая тарелка). Фактически система не дости­гает равновесного состояния. Пары и жидкость отделяются друг от друга и далее снова контактируются на последующих тарелках с другими неравновесными жидкими и паровыми потоками.

Повторяя многократно контактирование восходящего потока паров в колонне с нисходящей жидкостью непрерывно на насадке, либо ступенчато на тарелках, можно достичь существенного измене­ния составов взаимодействующих фаз, в результате выходящие из колонны пары доводятся до желаемой концентрации НКК (почти чистый НКК), а жидкость, отводимая из нижней части колонны, состоит преимущественно из ВКК.

Пары с верха колонны поступают в конденсатор, где они конден­сируются; часть конденсата возвращается на верх колонны в каче­стве орошения для создания нисходящего потока жидкости в колонне Такое орошение колонны называется холодным или острым.

Нисходящий поток жидкости в колонне можно создать также путем отнятия определенного количества тепла на верху колонны и конденсации части паров над первой тарелкой колонны в специ­альном (парциальном) конденсаторе: такое орошение колонны назы­вается горячим.

Насадочные колонны, т. е. ректификационные колонны, за­полненные насадкой, эффективны в тех случаях, когда ско­рость паров в колонне относи­тельно постоянна, а объемы разделяемых сред невелики. На НПЗ они часто применяются в качестве абсорберов для очистки газа.

Тарельчатые ректифика­ционные колонны широко рас­пространены на НПЗ. Сущест­вуют ректификационные тарел­ки барботажного и струнного типа. В свою очередь, барботажные тарелки делятся на та­релки с переливами (желобча­тые, туннельные, колпачковые, с S-образными эле­ментами, клапанные) и без переливов (решетчатые, ситчатые с отбойными элементами).

Все контактные устройства подразделяются на три типа: насадочные, роторные и тарельчатые. По направлению движения контактирующих фаз тарельчатые контактные устройства разделяются на противоточные (решетчатые, ситчатые, волнистые), перекрестноточные (колпачковые, S-образные, клапанные и т.д.), перекрестно-прямоточные (струйные, клапанные прямоточные, клапанные балластные) и прямоточные (пленочные, вихревые, центробежные ит.д).

Желобчатые тарелки просты по конструкции, легко монтируются, однако имеют малую площадь барботажа (до 30% от площади та­релки), что способствует увеличению скорости паров и уносу флег­мы.

Тарелки с S-образными элементами применяются в колоннах, рабо­тающих при атмосферном и повышенном давлениях; для них харак­терна устойчивая работа при изменении нагрузок.

Достоинством клапанных тарелок является динамический, переменный режим ра­боты. Подвижные клапаны в зависимости от паровой нагрузки под­нимаются и опускаются, регулируя площадь свободного сечения та­релки. Вследствие этого в широком пределе нагрузок скорость паров е отверстиях тарелки существенно не меняется.

У решетчатых тарелок контакт между паром и жидкостью происходит на поверхности полотна тарелки; эти тарелки очень чувствительны к колебаниям нагрузок по пару и жидкости.

Ситчатые с отбойными элементами тарелки используются в вакуумных колоннах, для которых характерны боль­шие нагрузки по пару и малые — по жидкости. Достоинство ситчатых тарелок с отбойными элементами — низкое гидравлическое со­противление.

Исходные данные:

Бинарная смесь (НКК-ВКК) – ацетон-бензол;

Давление в колонне – 1 ата;

Расход исходной смеси – 6 т/ч;

Массовая доля НКК:

- в сырье =0,444;

- в дистилляте =0,93;

- в остатке =0,033;

Массовая доля отгона при вводе сырья в колонну е=0,38;

Давление насыщенного водяного пара в кипятильнике – 0,4 МПа;

Температура охлажденной воды:

tH = 15°C;

tК = 35°C;

Формула1:

Ацетон - СН3СОСН3

Бензол - C6H6

Молекулярный вес:

Ацетон – 58,05

Бензол – 78,05

Удельный вес :

Ацетон – 0,7908

Бензол – 0,87901

Плотность , г/см3:

Ацетон - 0,789

Бензол – 0,879

Температура кипения:

Ацетон - 56,24 C°

Бензол – 80,103 C°

Коэффициенты Антуана:

Ацетон:

А – 7,2506

В – 1281,7

С - 237,088

Бензол:

А – 6,9121

В – 1214,645

С – 221,205

1 Материальный баланс внешних потоков колонны



Схема полной ректификационной колонны приведена на рисунке 1
Рисунок 1 – Схема полой ректификационной колонны

Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом для всей системы для низкокипящего компонента (ацетона):

F = D + W,

F · xF = D · yD + W · xW,

GF = GD + GW, GF · xF = GD · yD + GW · xW,

где GF и F – производительность колонны соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

GD и D – массовые расходы дистиллята соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

GW и W – массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч,

xF и xF – концентрация НКК в сырье мольные и массовые доли,

yD и yD – концентрация НКК в дистиляте мольные и массовые доли,

xW и xW – концентрация НКК в остатке мольные и массовые доли,

Произведем перевод в мольные доли
,

,

,
где - массовые доли (даны в задании).

Для перевода единицы измерения кг/ч в кмоль/ч рассчитаем средние молярные массы сырья MF, дистиллята MD и остатка MW
MF = Mнкк · xF + Mвкк · (1 - xF) = 58,05 · 0,452 + 78,05 · (1 – 0,452) = 69,01 кг/кмоль,

MD = Mнкк · yD + Mвкк · (1 - yD) = 58,05 · 0,947 + 78,05 · (1 – 0,947) = 59,11 кг/кмоль,

MW = Mнкк · xW + Mвкк · (1 - xW) =58,05 · 0,044 + 78,05 · (1 – 0,044) = 77,17 кг/кмоль.
Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч

F = GF / MF = 6000 / 69,01 = 86,944 кмоль/ч.

Найдем массовые и мольные расходы ацетона F'А, FА и бензола F'Б, FБ в сырье

GFА = GF · = 6000 · 0,38 = 2280 кг/ч,

FА = F · xF = 86,944 · 0,452 = 39,3 кмоль/ч,

GFБ= GF· (1-) =6000 · (1- 0,38)= 3720 кг/ч,

FБ= F·(1-xF)= 86,944 · (1- 0,452)= 47,65 кмоль/ч.
Составим систему уравнений:
F = GD + GW,

GF · = GD · + GW · ,

6 = GD + GW,

6 · 0,38 = 2,28 = GD · 0,93 + GW · 0,033.
Выразим D через первое уравнение и подставим во второе:
GD = 6 – GW,

2,28 = (6 – GW) · 0,93 + GW · 0,033,

2,28 = 5,58 – 0,93 · GW + GW · 0,033 ,

3,3 = 0,897· GW,

GW = 3,679 т/ч,

GD = 6 – 3,679 = 2,321 т/ч.
Произведем перевод в мольные доли:
D = GD /MD = 2321 / 59,11= 39,266 кмоль/ч,

GDА = GD = 2321 ∙ 0,93 = 2158,53 кг/ч,

DА = D ∙ yD = 39,266 ∙ 0,947 = 37,2 кмоль/ч,

GDБ = GD – GDА= 2321 – 2158,53 = 162,47 кг/ч,

DБ = D - DА = 39,266 – 37,2 = 2,066 кмоль/ч,

W = GW / MW = 3679 / 77,17 = 47,674 кмоль/ч,

GWА = GW= 3679 ∙ 0,033 = 121,407 кг/ч,

WА=W ∙ xW = 47,674 ∙ 0,044 = 2,1 кмоль/ч,

GWБ = GW – GWА = 3679 – 121,407 = 3557,6 кг/ч,

WБ = W - WА = 47,674 – 2,1 = 45,574 кмоль/ч.
Составим материальный баланс в виде таблицы 1.
Таблица 1 - Материальный баланс ректификационной колонны


Компонент

сырье (F)

дистиллят (D)

остаток (W)

кмоль/ч

кг/ч

кмоль/ч

кг/ч

кмоль/ч

кг/ч

НКК ацетон

39,3

2280

37,2

2158,53

2,1

121,407

ВКК бензол

47,65

3720

2,066

162,47

45,574

3557,6

Всего

86,944

6000

39,266

2321

47,674

3679



2 Построение кривой равновесия фаз в координатах х-у




Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Рi. Зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Рi, описывается эмпирическим уравнением Антуана

lg Pi = Ai – Bi / (Ci+ t),
где Аi, Вi, Сi – эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.

Температура кипения низкокипящего компонента (ацетон) tНКК = 56,24°С, температура кипения высококипящего компонента (бензол) tВКК = 80,103°С. Далее в пределах этих температур кипения компонентов зададимся 10 температурами:

?t =(tВКК – tНКК) / 9= (80,103 – 56,24) / 10 = 6,38 °С,

tHКК = 56,24,

t1 = 58,63,

t2 = 61,01,

t3 = 63,4,

t4 = 65,79,

t5 = 68,17,

t6 = 70,56,

t7 = 72,94,

t8 = 75,33,

t9 = 77,72,

tBКК = 80,103.
Определяем давления насыщенных паров компонентов Рнкк и Рвкк , при температуре t1 = 58,63 °C
Pнкк = 10(7,2506 – 1281,7 / (237,088 + 58,63)) = 0,99762 атм,

Pвкк = 10(6,9121 – 1214,645 / (221,205 + 58,63)) = 0,45 атм.

Для остальных температур давления насыщенных паров компонентов Рнкк и Рвкк рассчитаны в программе Excel.

Определим мольные доли ацетона в кипящей жидкой фазе (х) и в равновесной паровой фазе (у):
x = (? – РВКК)/(РНКК – РВКК),

y = Рнкк / ? · x,

?= 1 атм.
При температуре t1 = 58,63 °С

x = (1,0 – 0,45) / ( 0,99762 – 0,45) = 1,004,

y = (0,99762 / 1,0) * 1,004 = 1,002.

Для остальных температур мольные доли ацетона в кипящей жидкой фазе и в равновесной паровой фазе рассчитаны в программе Excel.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу 2 полученных данных:

Таблица 2 – Данные для построения кривых изобар







Рнкк

Pвкк

х

у





tHКК

56,24

0,99762

0,45

1,004

1,002

1,003

1,001

t1

58,63

1,08204

0,491

0,861

0,932

0,893

0,948

t2

61,01

1,17209

0,534

0,73

0,856

0,785

0,889

t3

63,4

1,26802

0,58

0,61

0,774

0,678

0,822

t4

65,79

1,3701

0,629

0,5

0,686

0,574

0,745

t5

68,17

1,47861

0,682

0,399

0,59

0,472

0,659

t6

70,56

1,59382

0,738

0,306

0,488

0,372

0,561

t7

72,94

1,71603

0,798

0,22

0,378

0,275

0,449

t8

75,33

1,84552

0,861

0,141

0,26

0,181

0,321

t9

77,72

1,9826

0,929

0,068

0,134

0,089

0,172

Продолжение таблицы 2

tBКК

80,103

2,12756

1

0

0

0

0


Построение диаграммы проводится в следующей системе коорди­нат: по оси абсцисс откладываются мольные доли НКК в жидкой фазе, а по оси ординат - мольные доли НКК в паровой фазе (приложение А).

Проводится диагональ в квадрате, полученном при построении системы координат, которая соответствует линии равновесия с коэффициентом относительной летучести компонентов, равным 1.

С использованием предыдущих расчетов, на диаграмме наносятся точки, соответствующие x и y. После этого полученные точки необходимо соединить плавной кривой.

3 Построение изобарных температурных кривых в координатах t –x,y



Построение кривых изобар проводится в следующих координатах: по оси абсцисс откладываются мольные составы фаз по НКК, а по оси ординат - температуры кипения НКК и ВКК. По данным таблицы 2 строим график кривых изобар пара и жидкости (приложение Б).

4 Построение рабочих линий для верхней и нижней части колонны, линии сырья на диаграмме х-у


4.1 Определение графическим методом числа теоретических тарелок
Для выявления связи между потоками в любом сечении ректификационной колонны (масса, тепло и концентрации) следует мысленно разрезать колонну в соответствующем сечении. Отделить одну часть колонны от другой. Заменить отделенную часть соответствующими потоками массы и тепла и затем составить материальные балансы для рассматриваемой части колонны.

После построения диаграммы х-у строятся рабочие линии для верхней и нижней части колонны.

Уравнение рабочей линии для верхней (укрепляющей) части колонны:
,

,

,

,
где R – флегмовое число,

Rmin – минимальный поток орошения,

gd – масса флегмы стекающей на верхнюю тарелку.

При , т.е. рабочая линия проходит через точку , находящуюся на диагонали диаграммы . Положение точки зависит только от состава ректификата и не зависит от величины потока флегмы.

Поэтому через точку рабочая линия проходит независимо от того, изменяется масса потока флегмы по высоте колонны.

Для определения координат второй точки принимается :

Положение точки В зависит не только от состава ректификата, но и от величины флегмового числа и от массы потока флегмы. С увеличением флегмового числа точка В перемещается вниз, а рабочая линия приближается к диагонали.

Через точки D и B приводим прямую линию, которая является рабочей линией для верхней части колонны.

Уравнение рабочей линии для нижней (отгонной) части колонны:
,

,
где П – паровое число.

При у = и х= = 0,044 рабочая линия проходит через точку W, находящуюся на диагонали диаграммы . Положение точки W не зависит только потока паров и флегмы.

Поэтому через точку W рабочая линия проходит независимо от того, изменяется масса потока паров по высоте колонны.

Для определения координат второй точки принимается у = 1:
,
Положение точки С зависит от величины парового числа. С увеличением П точка С перемещается вправо, а рабочая линия приближается к диагонали.

Уравнение линии сырья:
,
где е – мольная доля отгона при вводе сырья в колонну:
.
При х = 0 получаем точку G , при у = 0 получаем точку Е . Уравнение сырья дает связь между составами жидкой и паровой частей сырьевого потока при вводе сырья в колонну.

Пересечение линии равновесия и сырья в точке дает составы xF*=0,19 и yF*=0,525, полученные при вводе сырья в колонну в процессе ОИ. Пересечение линии сырья с диагональю в точке определяет исходную сырьевую точку.

Для определения числа теоретических тарелок надо располагать линией равновесия и знать закон изменения сопряженных концентраций и по высоте колонны. В диаграмме X – Y зависимость сопряженных концентраций представляет собой рабочую линию процесса. Можно выявить характерные точки, которые проходит рабочая линия для верхней части колонны.

По построенному графику определяем число теоретических тарелок в колонне:

- в концентрационной части - 8 тарелок,

- в отгонной части - 9 тарелок.

5 Расчет однократного испарения сырья при вводе его в колонну



При входе сырья в колонну происходит процесс однократного испарения, в результате которого образуются пары GF, состава yF* и жидкость gF состава xF*, находящиеся в равновесии
Количество паров и жидкости, поступающих в колонну:

GF* = e·GF = 0,444·6000= 2664 кг;

gF* = F - GF = 6000 – 2664 = 3336 кг.
Количество флегмы стекающей с тарелок верхней части колонны:
gв = R·GD = 2,423 · 2321 = 5623,8 кг/ч.
Масса потоков пара:

Gв = gв + GD = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч.



Количество флегмы стекающей с тарелок нижней части колонны:
gн = gв + gF* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч.
Масса потоков пара:

Gн = gн - GW = 8960 - 3679= 5281 кг/ч.

6 Расчет внутренних материальных потоков



Температура сырья на входе в колонну t = 69°С, содержание НКК в паровой и жидкой фазах xF* = 0,37, yF* = 0,56.

Количество флегмы стекающей с тарелок верхней части колонны:
gв = R·GD = 2,423 · 2321 = 5623,8 кг/ч.
Масса потоков пара:
Gв = gв + GD = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч,

Фв = g/ G = 5623,8/7945 = 0,708,
где Фв – внутреннее флегмовое число, зависящее от отношения масс потоков флегмы и паров.

Объем паров:
.
Плотность паров:
.
Плотность жидкости, плотности жидкого ацетона и бензола при 58°C



Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне
?ж = (?ср + ?’’ср)/2 = (747 +837,2)/2 = 792,1 кг/м3.
Объемный расход жидкости:
.
Количество флегмы стекающей с тарелок нижней части колонны:
gн = gв + gF* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч.
Масса потоков пара:
Gн = gн - GW = 8960 - 3679= 5281 кг/ч,

Фн = gн / Gн = 8960/5281= 1,7,

,

,

,

,

?ж = (?ср + ?’’ср)/2 = (725,2 +815,2)/2 = 770,2 кг/м3,

.

7 Схема блока колонны с указанием внешних и внутренних потоков



Рисунок 2 - Принципиальная схема ректификационной колонны

8 Определение скорости пара и диаметра колонны



Определение средних концентраций жидкости в верхней части колонны х'ср и в нижней части колонны х’’ср:
х'ср = (xF + xD)/2 = (0,452 + 0,86)/2 = 0,656,

х’’ср = (xF + xW)/2 = (0,452 + 0,044)/2 = 0,248.
Средние концентрации пара находим по уравнению рабочих линий. В верхней части колонны:
y'ср (х'ср = 0,656) = 0,74,

y’’ср (х’’ср = 0,248) = 0,3475.
Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y:
Tср (y'ср= 0,74) = 64,3 °C,

Tср (y’’ср= 0,3475) = 73,6 °C.
Средние мольные массы и плотности пара:
М’ср = МНКК · y'ср + МВКК(1- y'ср) = 58,05·0,74 + 78,05·(1-0,74)=63,25,

,

М’’ср = МНКК · y'’ср + МВКК(1- y'’ср) = 58,05·0, 3475 + 78,05·(1-0, 3475)=71,1,

,

Средняя плотность пара в колонне:
?п = (?ср + ?’’ср)/2 = (2,29 +2,5)/2 = 2,395 кг/м3.
Плотности жидких ацетона и бензола близки. Температура верха колонны 58,2°C и yD = 0,947, низа колонны при xW = 0,044 78,3 °C. Плотность жидкого ацетона при 58,2°C и плотность жидкого бензола при 78,3° C



Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне
?ж = (?ср + ?’’ср)/2 = (747 +815)/2 = 781 кг/м3
Принимаем расстояние между тарелками 0,5 м. По графику рисунка 3 определяем значение коэффициента C - величина зависящая от нагрузки тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости.



А,Б – колпачкрвые тарелки, С – ситчатые тарелки.

Рисунок 3 – Значение коэффициента С [5].

Значение коэффициента C:
- Ситчатые тарелки СС=0,075;

- Колпачковые тарелки СК=0,055.
Скорость пара в колонне



Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре tСР=tВ +tН/2 = 58,2+78,3/26=68,25


Диаметр колонны
,




По ГОСТ принимаем DК =1000 мм ,DС = 1200 мм.

9 Определение и сравнение КПД колпачковых и ситчатых тарелок для выбранного диаметра колонны. Выбор типа тарелки



По ГОСТ принимаем DК =1000 мм, DС = 1200 мм, исходя из условий экономичности принимаем колпачковые тарелки.

Скорость пара при заданных диаметрах:



По графику на рисунке 4 определяем КПД тарелок



1 – клапанная тарелка; 2 – колпачковая тарелка; 3 – ситчатая тарелка; 4 – провально решетчатая тарелка.

Рисунок 4 – Зависимость эффективности тарелок различных конструкций от скорости пара в полном сечении колонны.

Принимаем КПД колпачковой тарелки 0,8, ситчатой тарелки 0,75.

Исходя из полученных данных целесообразнее и экономичнее будет применить колпачковую тарелку при диаметра колонны 1 м.

Основные параметры колпачковой разборной тарелки [1]:
- диаметр – 1000 мм;

- общая длинна слива – 682 мм;

- рабочая площадь тарелки – 57,9%;

- свободное сечение тарелки – 11,3%;

- число колпачков – 43;

- диаметр колпачка – 80 мм;

- шаг колпачков – 110 мм;

- вес тарелки – 90 кг.


D





1 – тарелка; 2 – газовые патрубки; 3 – колпачки; 4 – сливные трубки

Рисунок 5 – Схема работы колпачковой тарелки

10 Определение действительного числа тарелок и высоты колонны



Для секций колонны число реальных тарелок определяется по следующей формуле:
.
Для концентрационной части:
NР.КОНЦ. =8/0.8 ?10 тарелок.
Для отгонной секции:
NР.ОТГ. = 9/0.8 = 12 тарелок.
Суммарное число реальных тарелок:
NР.СУММ. = NР.КОНЦ + NР.ОТГ = 12 + 10 = 22 тарелки.
Высота колонны рассчитывается по формуле:
H = HB + HY + HX +HЗП + HK =1 + 5 + 6 + 1 + 1 =14 м.
где HB - высота зоны над верхней тарелкой, необходимая для монтажа штуцера распределителя жидкости и сепарации потоков, HB =1м,

HY - высота отгонной части колонны, HY=NОТГ∙h=12∙0,5=6 м,

NОТГ - число действительных тарелок в отгонной части колонны, NОТГ=12,

h=0,5м - расстояние между тарелками,

HX- высота концентрационной части колонны, HX=NКОНЦ∙h=10∙0,5=5

NКОНЦ - число действительных тарелок в концентрационной части колонны, NКОНЦ =10,

HЗП - высота зоны сепарации сырьевого парожидкостного потока, а также для монтажа отбойников HЗП = 1 м,

HK - высота зоны под нижней тарелкой, необходимая для создания столба жидкости, обеспечивающего самотёк, HK = 1,0 м.

11 Принципиальная схема колонны с указанием габаритных размеров




1 – колонна; 2 – конденсатор-холодильник; 3 – емкость орошения; 4 – кипятильник; I – сырье; II – дистиллят; III – остаток, IV – флегмовое орошение, V - пар.

Рисунок 5 - Принципиальная схема колонны

12 Расчет диаметра штуцеров для ввода сырья и вывода дистиллята и кубового остатка



Диаметры штуцеров определяются в зависимости от объемного расхо­да и допустимой линейной скорости потока. Допускаемая линейная скорость в штуцерах зависит от агрегатного состояния потока, фактического напора, допустимой потери напора и др. Схема расположения штуцеров представлена на рисунке 6.



1 - штуцер для ввода сырья; 2 - штуцер для вывода паров с верха колонны; 3 - штуцер для ввода холодного орошения; 4 - штуцер для вывода жидкости из колонны; 5 - штуцер для ввода паров из кипятильника.

Рисунок 6 - Схема расположения штуцеров
Штуцер 1 – для ввода сырья

Так как, в колонну поступает парожидкостная смесь, необходимо определить секундный расход паров и жидкости.

Количество паров и жидкости, поступающих в колонну:
GF* = e·F = 0,444·6000 = 2664 кг/ч ,

gF* = F - GF = 6000 – 2280 = 3336 кг/ч.
Рассчитывается секундный объем паров:
мі/с
Допустимая скорость паров принимается равной 20 м/с, м/с, и рассчитывается сечение по пару:
мІ
Массовый состав жидкой фазы .

Определим плотности жидкой фазы при 20 °С и при °С
кг/мі


Рассчитаем секундный объем жидкости:
мі/с
Допустимая скорость паров принимается равной 1 м/с, м/с, и рассчитывается сечение по жидкости:
мІ

м
По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода сырья равным d1 =0,3 м.
Штуцер 2 – для вывода дистиллята

Количество паров, уходящих сверху колонны:
Gв = gв + GD = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч
Секундный объемный расход паров
мі/с
Допустимая скорость паров принимается равной 30м/с, м/с
м
По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для вывода из колонны паров из d2 =0,4 .
Штуцер 3 - для ввода холодного орошения

Плотность жидкости, поступающей в колонну:
кг/мі

кг/мі
Секундный объем жидкости:
мі/с
Допустимая скорость жидкости принимается равной 0,4 м/с, м/с
м.
По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода холодного орошения равным d3 =0,1 м.
Штуцер 4 – для вывода остатка

Объем жидкости, стекающей в кипятильник:
gн = gв + gF* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч
Плотность жидкости, стекающей в кипятильник
кг/мі

кг/мі
Секундный объем жидкости:
мі/с
Допустимая скорость жидкости принимается равной 0,4 м/с, м/с
м
По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для вывода остатка равным d4 =0,1 м.

Штуцер 5 - для ввода паров из кипятильника


Масса потоков пара:
Gн = gн - GW = 8960 - 3679= 5281 кг/ч,

,

,
Допустимая скорость паров принимается равной 10 м/с, м/с

м

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода паров из кипятильника равным d5 =0,3м.

13 Построение энтальпийной диаграммы



Энтальпии жидкости и пара:



Для 56,24С:










Для остальных температур расчёт аналогичен. Результаты сведём в таблицу 4.

Определяем энтальпии жидких и паровых смесей:

hсм=hА  x + hБ  (1 - x)

Hсм=HА  y + HБ  (1 - y)



Для 56,24С
hсм = 107,0157  1,004+112,9544  (1 - 1,004)= 112,9803 кДж/кг

Hсм = 454,6067  1,002+ 433,1976  (1 - 1,002)=454,6466 кДж/кг



Таблица 4 – Энтальпия ацетона и бензола







hсм

Hсм

h

H

h

H

tHКК

56,24

112,9803

454,6486

112,9544

454,6067

107,0157

433,1976

t1

58,63

117,1538

457,1582

118,0144

458,6225

111,8096

437,1008

t2

61,01

121,3513

459,5463

123,0962

462,6597

116,6242

441,0249

t3

63,4

125,5739

461,8042

128,1997

466,7184

121,4594

444,9698

t4

65,79

129,8224

463,9229

133,325

470,7986

126,3152

448,9356

t5

68,17

134,0975

465,8929

138,472

474,9002

131,1916

452,9223

t6

70,56

138,3995

467,7047

143,6408

479,0232

136,0886

456,9298

t7

72,94

142,7289

469,3483

148,8313

483,1677

141,0063

460,9581

t8

75,33

147,0857

470,8131

154,0436

487,3337

145,9445

465,0073

t9

77,72

151,4701

472,0886

159,2777

491,5211

150,9034

469,0773

tBКК

80,103

155,8829

473,1682

164,5335

495,73

155,8829

473,1682

14 Представление материально-теплового баланса колонны на энтальпийной диаграмме



Строим вертикали через точки yD и xW. На энтальпийной диаграмме строим точки проходящие через (xF*,h) и (yF*,H) соединяем их и проводим до вертикальных линий.

P и P’ полюса исчерпывающей и отгонной части колонны, лежащие на одной прямой. Определяем наиболее низкое положе­ние верхнего полюса Ртin и наиболее высокое положение верхнего полюса Р’min.
- Ртin =(0,947, 1160),

- Р’min = (0,044, -460).
Коэффициент избытка теплопроводности равен n = 1,2.
Р = n · Ртin = 1160·1,2 = 1392

P’ = -552.
По найденной ординате Р (HdМ, yD) рассчитываем QdM = HdM·D, теплоотвод соответствующий режиму минимального орошения. По ординате полюса hWM рассчитываем теплоотвод QВM = hВM·W, соответствующий режиму с минимальным потоком паров. Наиболее низкое положение полюса Рmin соответствует режиму с минимальным флегмовым числом и самое высокое положение полюса Р’min соответствует режиму с минимальным потоком паров.




Р

P’

Ртin

Р’min

абсцисса

0,947

0,044

0,947

0,044

ордината

1392

-552

1172

-460

15 Тепловой расчет блока графическим и численным методом



Составление уравнения теплового баланса, определение тепловых потерь

Уравнение теплового баланса:
QF + QB = QD + QW + Qd

QF = GF·hF = 6000 · 256,84 = 1 541 040 кДж/ч

QB = GW·qисп = 608  3679 = 2 236 832 кДж/ч

QD = GD·HD = 468  2321=1 086 228 кДж/ч

QW = GW·hW = 3679 · 166 = 605 734 кДж/ч

Qd = g’d·qконд = (Qd/D)D= 936  2321 = 2 172 456 кДж/ч
По энтальпийной диаграмме определили энтальпии дистиллята, остатка и сырья:
HD=468 кДж/кг

hW=166 кДж/кг

hF = e · HF* + (1-e)hF* = 0,38·464 + (1-0,38)146= 256,84 кДж/кг
Относительное количество тепла, подводимое в низ колонны:
(QB/W)=608 кДж/кг
Количество тепла, подводимое в низ колонны:
QB = (QB/W)GW

QB = 6083679 = 2 236 832 кДж/ч

По энтальпийной диаграмме определяем относительное количество тепла, отводимое в верху колонны:

(Qd/D) = 936 кДж/кг
Количество тепла, отводимое в верху колонны:
Qd = (Qd/D)GD

Qd = 936  2321 = 2 172 456 кДж/ч
Уравнение теплового баланса:

GFhF+QB=gdgконд+WhW+QD



Приход тепла:
GFhF + QB= 6000  256,84 + 2 236 832 = 3 777 872 кДж/ч
Расход тепла:

GDHD + GWhW + Qd=2321  468+ 3679  166 + 2 172 456 = 3 869 398 кДж/ч



П
огрешность:

Тепловые потери составляют:
Расход тепла - Приход тепла = 3 869 398 – 3 777 872 = 91 526 кДж/ч

16 Определение расхода греющего пара в кипятильнике



Поверхность кипятильника определим по формуле:
FK = QВ. / К • ?tср,
где QВ. = 2 236 832 кДж/ч – количество тепла, вносимое горячей струей;

К = 600 Вт•/м2•К - коэффициент теплопередачи;

Давление насыщенного водяного пара равно 0,4 МПа, температура пара при этом давлении 140 0С

Так как насыщенный водяной пар конденсируется при постоянной температуре tВП, соответствующей его давлению, то средняя разность температур определяется так
?tср = tВП – tW = 140 – 78 = 92 0С – средняя разность температур,

где tW – температура остатка, входящего в кипятильник и выходящего из кипятильника.
FK = 2 236 832 / 600 • 365 = 10,214 м2;
Расход водяного пара:
GВП = QВ / r = 2 236 832 / 2141 = 1 045 кг/ч,
где r – теплота конденсации водяного пара, кДж/кг.

17 Определение расхода охлаждающей воды в дефлегматоре



Для расчета поверхности конденсатора-холодильника вычисляется средний температурный напор между теплообменивающимися средами – дистиллятом и водой.

Принимая температуру воды на входе в конденсатор 150С, а на выходе из конденсата – 350С при температуре верха 78,3 0С (при противоточном движении сред), получаем разности температур и вычисляем средний температурный напор:
?t1 = tB – 35 = 43,3 0C; ?t2 = 35 - 15 = 20 0С,

0С,

Поверхность конденсатора-холодильника определим по формуле:
FKX = Qd / K•?tср,
где Qd = 2 172 456 кДж/ч – количество тепла, снимаемого в конденсаторе-холодильнике/
K = 300 Вт•/м2•К - коэффициент теплопередачи;

FKX = 2 172 456 / (300 • 304,65) = 23,8 м2;
Расход воды на охлаждение дистиллята:
Р
асчёт расхода воды:
где Св – теплоёмкость воды, Св=4.19 кДж/(кгК)
GB = Qd / 4,19 • (35 – 15) = 2 172 456/ 1000 • (35 – 15) = 25 925 кг/ч.

Вывод



В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья 6 тонн в час, содержание ацетона в сырье 38 %, в дистилляте 93% и в остатке 3,3%) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:
- число теоретических тарелок 17

- в концентрационной части 8

- в отгонной части 9

- число фактических тарелок 22

- в концентрационной части 10

- в отгонной части 12

- высота аппарата 14000 мм

- диаметр колонны: 1000 мм
Диаметры штуцеров:

- штуцер для ввода орошения 100 мм

- штуцер вывода паров из колонны 400 мм

- штуцер ввода паров из кипятильника 300 мм

- штуцер для вывода остатка 100 мм

- штуцер для подачи сырья 300 мм
Поверхность конденсатора- холодильника: 23,8 м2.

Расход воды: 25 925 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 10,214 м2.

Расход пара: 1 045 кг/ч.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ



1 Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчета и основы конструирования.- М.: Химия, 1971. – 296 с.

2 Андельсон С.В. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии.-М.: Гостоптехиздат, 1963. – 310 с.

3 Гусейнов Д.А., Спектор Ш.Ш., Вайнер Л.З.. Технологические расчеты процессов нефтепереработки. М.: изд-во «Химия», 1964. – 308 с.

4 Кондратьев А.А., Самойлов Н.А. Методические указания к выполнению домашней работы «Расчет ректификации бинарной смеси». –Уфа: УГНТУ, 1991г.

5 Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов. – Л.: Химия, 1987 г. – 576 с.

6 Рахмилевич З.З., Радзин И.М., Фарамазов С.А. Справочник механика химических производств. М; Химия, 1985. 592 с.

7 Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтеперерабодчика. – Л.: Химия, 1980. – 328 с.

8 Скобло А. И., Трегубова И. А., Молоканов Ю. К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. – Москва: Химия, 1982 г.

9 Справочник химика: В 3-х т. Т. 1.- /Под. ред. Б.П. Никольского - М: Химия, 1966.- 1071 с.

Приложения


1 Свойства вещества взяты из источника [9].





Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации